BR0108889B1 - process for the recovery of gaseous products from the product mix, and method for re-equipping an existing process. - Google Patents
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Abstract
Description
"PROCESSO PARA A RECUPERAÇÃO DE PRODUTOS GASOSOS APARTIR DA MISTURA DE PRODUTOS, E, MÉTODO PARA RE-EQUIPAR UM PROCESSO EXISTENTE""PROCESS FOR RECOVERY OF LIQUID PRODUCTS FROM THE MIXTURE OF PRODUCT, AND METHOD FOR REPAIRING AN EXISTING PROCESS"
A invenção está relacionada a processo para a recuperação deprodutos gasosos a partir de uma mistura de produtos obtida pelo contato deuma alimentação de hidrocarbonetos com um catalisador em um processo decraqueamento catalítico fluido (FCC).The invention relates to a process for recovering gaseous products from a product mixture obtained by contacting a hydrocarbon feedstock with a catalyst in a fluid catalytic decaying (FCC) process.
Tal processo se acha descrito em "Fluid Catalytic CrackingTechnology and Operations", Joseph W. Wilson, 1997, PennWell PublishingCompany, Tulsa, Oklahoma, USA, páginas 9-18 e 236-248. De acordo comesta publicação a mistura de produtos do FCC é primeiro separada em umfracionador principal por meio de uma destilação. O gás do tambor de topodo fracionador principal flui para um compressor de gás úmido. Este éusualmente uma máquina de dois estágios. A descarga do primeiro estágio éresfriada e parcialmente condensada em um resfriador entre estágios e asfrações de líquido e gás resultantes são subseqüentemente separadas em umtambor separador entre estágios. O líquido obtido neste tambor separador écombinado com o líquido obtido após a compressão do segundo estágio ealimentado a um extrator. Neste extrator, ou torre de desetanização, o etano emateriais mais leves são removidos da alimentação líquida. A fração gasosaobtida no extrator é suprida para um absorvedor. Para este absorvedor,também a fração gasosa comprimida obtida após a segunda compressão éfornecida. No absorvedor os compostos mais pesados são removidos pelocontato da fração gasosa com um fluido absorvedor, também referido comoóleo absorvedor ou óleo pobre. O produto de fundo obtido no extrator éalimentado a uma desbutanizadora. Como fluido absorvedor os líquidos detopo do fracionador principal ou de fundo da desbutanizadora são usados.Tipicamente, a temperatura do fluido de topo líquido é entre 40 e 50° C. Ogás de topo do absorvedor flui para um absorvedor secundário ou de esponja.O absorvedor de esponja tem a intenção de recuperar materiais na faixa dagasolina (na maioria C5s) ainda presentes no gás que deixa o absorvedorprimário. O óleo rico obtido no absorvedor de esponja é reciclado para ofracionador principal. Por causa desse reciclo de hidrocarbonetos de baixoponto de ebulição presentes no óleo rico para o fracionador principal, umaumento de gás a ser manuseado pelo compressor irá resultar.Such a process is described in "Fluid Catalytic Cracking Technology and Operations", Joseph W. Wilson, 1997, PennWell Publishing Company, Tulsa, Oklahoma, USA, pages 9-18 and 236-248. According to this publication the FCC product mixture is first separated into a main fractionator by distillation. Gas from the main fractionator topodo drum flows to a wet gas compressor. This is usually a two stage machine. The first stage discharge is cooled and partially condensed in an interstage chiller and the resulting liquid and gas fractions are subsequently separated into an interstage separator drum. The liquid obtained in this separating drum is combined with the liquid obtained after compression of the second stage and fed to an extractor. In this extractor, or deethanization tower, the lighter ematerials are removed from the liquid feed. The gas fraction obtained in the extractor is supplied to an absorber. For this absorber, also the compressed gas fraction obtained after the second compression is provided. In the absorber the heavier compounds are removed by contacting the gas fraction with an absorber fluid, also referred to as absorber oil or poor oil. The bottom product obtained in the extractor is fed to a debutanizer. As absorbing fluid liquids within the main or bottom fractionator of the debutant are typically used. Typically, the temperature of the liquid top fluid is between 40 and 50 ° C. The top gas of the absorber flows into a secondary or sponge absorber. Sponge is intended to recover materials in the dagasolin range (mostly C5s) still present in the gas leaving the primary absorber. The rich oil obtained from the sponge absorber is recycled to the main donor. Because of this recycle of low boiling hydrocarbons present in the rich oil to the main fractionator, an increase in gas to be handled by the compressor will result.
A US-A-5034565 descreve um processo conforme acimadescrito, onde o absorvedor primária e o extrator são combinados como umúnico vaso. As US-A-4431529, US-A-4714524 e US-A-4605493 descrevemum processo conforme acima descrito ilustrando formas de realização onde oextrator e o absorvedor são arranjados como etapas de processo/vasosseparados. Nos processos acima os produtos de fundo da desbutanizadora sãousados como fluido absorvedor.US-A-5034565 describes a process as described above, wherein the primary absorber and extractor are combined as a single vessel. US-A-4431529, US-A-4714524 and US-A-4605493 describe a process as described above illustrating embodiments where the extractor and absorber are arranged as process / vaseparate steps. In the above processes the debutanizer bottom products are used as absorbing fluid.
Um problema encontrado freqüentemente com os processosacima descritos é que a capacidade do fracionador principal, do compressor,do absorvedor primário e/ou extrator não é suficientemente alta quando acarga da mistura de produtos do FCC é aumentada. Em outras palavras, essasoperações unitárias poderão formar um gargalo quando a capacidade daunidade de FCC aumenta. Um aumento da mistura de produtos do FCCpoderá ser, por exemplo, resultante de um melhor catalisador para FCCutilizado ou um aumento constante na capacidade do reator do FCC.A problem often encountered with the above described processes is that the capacity of the main fractionator, compressor, primary absorber and / or extractor is not high enough when the FCC product mix charge is increased. In other words, these unit operations may form a bottleneck when the capacity of the FCC unit increases. An increase in the FCC product mix may, for example, result from a better catalyst for FCC used or a constant increase in FCC reactor capacity.
A presente invenção proporciona um processo paradesobstruir o processo acima descrito ou para proporcionar esse processorequerendo equipamentos menores.The present invention provides a process for blocking the process described above or for providing such process requiring smaller equipment.
O objetivo acima é obtido com o processo a seguir. Processopara a recuperação de produtos gasosos a partir da mistura de produtos obtidapelo contato de uma alimentação de hidrocarbonetos com um catalisador emum processo de craqueamento catalítico fluido, onde a recuperaçãocompreende a seguinte seqüência de etapas:(a) separar a mistura de produtos em uma primeira etapa dedestilação na qual um produto de topo gasoso é obtido, que compreendeprodutos com ponto de ebulição abaixo de 200° C,The above objective is achieved with the following process. Process for the recovery of gaseous products from the product mixture obtained by contacting a hydrocarbon feedstock with a catalyst in a fluid catalytic cracking process, where the recovery comprises the following sequence of steps: (a) separating the product mixture in a first step distillation in which a gaseous top product is obtained comprising products boiling below 200 ° C,
(b) resfriar o produto de topo gasoso da etapa (a) e separar asfrações líquida e gasosa obtidas,(b) cool the gaseous top product from step (a) and separate the obtained liquid and gaseous fractions,
(c) pressurizar a fração gasosa obtida na etapa (b) em umaetapa de compressão,(c) pressurize the gas fraction obtained in step (b) in a compression step,
(d) resfriar o produto pressurizado da etapa (c) e separar asfrações líquida e gasosa obtidas,(d) cool the pressurized product from step (c) and separate the liquid and gaseous fractions obtained,
(e) suprir a fração gasosa obtida na etapa (d) a um absorvedorno qual absorvedor a fração gasosa é colocada em contato com a fraçãolíquida obtida na etapa (b) obtendo deste modo uma fração com ponto deebulição mais baixo rica em produtos gasosos possuindo um ponto deebulição do etano ou abaixo e uma fração líquida de óleo de absorção emcontato,(e) supplying the gaseous fraction obtained in step (d) to an absorber whereby the gaseous fraction is placed in contact with the liquid fraction obtained in step (b) thereby obtaining a lower gaseous fraction rich in gaseous products having a boiling point of ethane or below and a liquid fraction of absorbing oil in contact,
(f) suprir a fração líquida obtida na etapa (d) juntamente coma fração líquida de óleo de absorção em contato obtida na etapa (e) a umextrator obtendo uma fração líquida rica em hidrocarbonetos, possuindo umponto de ebulição mais alto que o etano e uma fração gasosa,(f) supplying the liquid fraction obtained in step (d) together with the liquid fraction of contacting absorption oil obtained in step (e) to an extractor obtaining a hydrocarbon rich liquid fraction having a higher boiling point than ethane and a gas fraction,
(g) suprir a fração gasosa obtida na etapa (f) para a etapa (d)ou etapa (e),(g) supply the gas fraction obtained from step (f) to step (d) or step (e),
(h) suprir a fração líquida obtida na etapa (f) a uma etapa dedestilação desbutanizadora onde uma fração compreendendo butano ecompostos de baixo ponto de ebulição, e uma fração com pontos de ebuliçãomais altos são obtidas,(h) supplying the liquid fraction obtained in step (f) to a debutanising distillation step where a fraction comprising butane and low boiling compounds, and a fraction with higher boiling points are obtained,
onde a fração líquida obtida na etapa (b) possui umatemperatura entre 8 e 25° C quando suprida para o absorvedor na etapa (e).where the liquid fraction obtained in step (b) has a temperature between 8 and 25 ° C when supplied to the absorber in step (e).
Foi verificado que a recuperação de hidrocarbonetos C3-C5 naetapa (e) do processo de acordo com a invenção é elevada o suficiente paraque nenhum absorvedor de esponja (absorvedor secundário) seja necessário.Uma vez que nenhum absorvedor de esponja se encontra presente nenhumreciclo do óleo rico desse absorvedor de esponja para o fracionador principalirá ocorrer. Deste modo as produções do fracionador principal, docompressor e do extrator/absorvedor são aumentadas. Para um processoexistente um processo simples para desobstruir é proporcionado. Para novosprocessos de acordo com a invenção equipamentos menores poderão serusados quando comparado com os processos da tecnologia mais atualpossuindo a mesma capacidade. Uma outra vantagem é que, pela eliminaçãodo absorvedor de esponja, menos equipamentos são necessários secomparado com os processos da tecnologia mais atual. Mais vantagens dapresente invenção serão descritos abaixo.It has been found that the recovery of C3-C5 hydrocarbons in the step (e) of the process according to the invention is high enough that no sponge absorber (secondary absorber) is required. Since no sponge absorber is present no oil cycle is present. rich sponge absorber for the main fractionator will occur. In this way the productions of the main fractionator, the compressor and the extractor / absorber are increased. For an existing process a simple process to clear is provided. For new processes according to the invention smaller equipment may be used when compared to the processes of the most current technology having the same capacity. Another advantage is that, by eliminating the sponge absorber, less equipment is needed compared to the latest technology processes. Further advantages of the present invention will be described below.
A invenção será ilustrada fazendo uso da Figuras 1-4. AFigura 1 ilustra um processo com a tecnologia mais atual. A Figura 2 ilustraum processo de acordo com a invenção. A Figura 3 ilustra um processo deacordo com a invenção no qual primeiramente uma fração pesada é removidada fração líquida obtida na etapa (b) antes de usar esta fração como umafração de óleo de absorção na etapa (e).The invention will be illustrated using Figures 1-4. Figure 1 illustrates a process with the most current technology. Figure 2 illustrates a process according to the invention. Figure 3 illustrates a process according to the invention in which first a heavy fraction is removed from the liquid fraction obtained in step (b) before using this fraction as an absorption oil fraction in step (e).
A Figura 1 ilustra um processo com a tecnologia mais atualpara a recuperação dos produtos gasosos a partir da mistura de produtos,obtida colocando em contato uma alimentação de hidrocarbonetos com umcatalisador em um processo de craqueamento catalítico fluido. A Figura 1mostra a parte do topo de uma primeira coluna de destilação 1, tambémreferida como fracionador principal, um conduto de gás 2, um tambor de topodo fracionador principal 3 a partir do qual um conduto de gás 4 fornece umproduto gasoso para uma primeira etapa do compressor 5. Parte ou toda afração líquida obtida no separador 3 é suprida por meio do conduto 21 para aseção do absorvedor 20. A fração gasosa comprimida obtida no compressor 5é opcionalmente combinada com a parte remanescente da fração líquida pormeio de 6 no tambor de topo 3 no conduto 7 e resfriada no trocador de calor8. A fração gás-líquido resfriada é separada em frações líquida e gasosa noseparador 9. A fração gasosa é suprida por meio de 10 a uma segunda etapado compressor 11. A fração líquida por meio do conduto 12 é combinada coma fração gasosa comprimida saída do compressor 11 no conduto 13. Asfrações combinadas são em seguida resfriadas pelo trocador de calor 14 e amistura gás-líquido resfriada é suprida por meio do conduto 15 para oseparador 16.Figure 1 illustrates a process with the latest technology for the recovery of gaseous products from the product mixture obtained by contacting a hydrocarbon feed with a catalyst in a fluid catalytic cracking process. Figure 1shows the top portion of a first distillation column 1, also referred to as the main fractionator, a gas conduit 2, a main fractionator topode drum 3 from which a gas conduit 4 provides a gaseous product for a first stage of the distillation. compressor 5. Part or all of the liquid fractions obtained in separator 3 are supplied by means of conduit 21 for absorption absorber 20. The compressed gas fraction obtained in compressor 5 is optionally combined with the remaining part of the liquid fractions of 6 in top drum 3 in conduit 7 and cooled in heat exchanger8. The cooled gas-liquid fraction is separated into separator gas and liquid fractions 9. The gas fraction is supplied by 10 to a second compressor step 11. The liquid fraction via conduit 12 is combined with the compressed gas fraction from compressor 11 in conduit 13. The combined fractions are then cooled by heat exchanger 14 and the cooled gas-liquid mixture is supplied via conduit 15 to separator 16.
No separador 16, uma fração líquida e uma gasosa são obtidase alimentadas a uma coluna de extrator-absorvedor combinados 17 por meiodos respectivos condutos 18 e 19. A fração líquida, por meio do conduto 18,é suprida para a coluna 17 em uma posição mais baixa que a fração gasosapor meio do conduto 19. A parte superior da coluna de absorção/extração 17é a seção de absorção 20 na qual a fração gasosa é colocada em contato com afração líquida obtida no separador 3. Essa fração líquida é suprida por meiodo conduto 21 para o topo da seção de absorção 20. Neste topo, uma fraçãode baixo ponto de ebulição rica em produtos gasosos, possuindo o ponto deebulição do etano ou abaixo, é obtida por meio do conduto 22.In separator 16, a liquid and gaseous fraction are obtained and fed to a combined extractor-absorber column 17 by respective conduits 18 and 19. The liquid fraction, through conduit 18, is supplied to column 17 at a more positioned position. lower than the gas-vapor fraction through the conduit 19. The upper part of the absorption / extraction column 17 is the absorption section 20 in which the gas fraction is brought into contact with the net fraction obtained in separator 3. This liquid fraction is supplied by half-conduit. 21 to the top of the absorption section 20. At this top, a low boiling fraction rich in gaseous products having the ethane boiling point or below is obtained by conduit 22.
A seção inferior da coluna 17 é a seção de extração 23, onde afração líquida suprida por meio do conduto 18 e a fração líquida de óleo deabsorção colocada em contato da seção 20 do absorvedor é extraída pelafração gasosa obtida no refervedor 24. Por meio do conduto 25 uma fraçãolíquida compreendendo propeno e hidrocarbonetos possuindo um ponto deebulição mais elevado que o etano é descarregada da seção de fundo doextrator. A fração gasosa que se move para cima na seção de extração 23 ésuprida para a seção de absorção 20 na coluna 17. Quando o absorvedor e oextrator são dispostos em vasos separados, poderá ser vantajoso suprir afração gasosa descarregada do extrator para o trocador de calor 14 e oseparador 16 antes da fração ser suprida para o absorvedor. Esse alinhamentose acha exemplificado na US-A- 4714524.The lower section of column 17 is extraction section 23, where the net fraction supplied by means of the conduit 18 and the liquid absorbing oil fraction in contact with the section 20 of the absorber is extracted by the gas fraction obtained in referrer 24. By means of the conduit 25 a liquid fraction comprising propylene and hydrocarbons having a higher boiling point than ethane is discharged from the bottom section of the extractor. The upwardly moving gas fraction in extraction section 23 is supplied to absorption section 20 in column 17. When the absorber and extractor are arranged in separate vessels, it may be advantageous to supply the gas fraction discharged from the extractor to the heat exchanger 14 and separator 16 before the fraction is supplied to the absorber. This alignment is exemplified in US-A-4714524.
A fração líquida obtida na seção de extração 23 é suprida parauma coluna de destilação desbutanizadora 26 onde uma fraçãocompreendendo butano e compostos com ponto de ebulição mais baixo édescarregada por meio do conduto 27, e uma fração de ponto de ebuliçãomais elevado é descarregada por meio do conduto 28.The liquid fraction obtained in extraction section 23 is supplied to a debutanising distillation column 26 where a fraction comprising butane and lower boiling compounds is discharged via conduit 27, and a higher boiling fraction is discharged via conduit. 28
A fração gasosa obtida na seção de absorção 20 é suprida pormeio do conduto 22 para um absorvedor de esponja ou secundário 30. Nesseabsorvedor de esponja 30 a fração gasosa é colocada em contato com umacorrente lateral do fracionador principal 1, suprida para o absorvedor deesponja 30 por meio do conduto 31. A descarga líquida do absorvedor deesponja 30 é reciclada para o fracionador principal 1 por meio do conduto deretorno 32. Por meio do conduto 33 uma fração gasosa rica em compostospossuindo o ponto de ebulição do etano ou abaixo é obtida.The gas fraction obtained in the absorption section 20 is supplied via conduit 22 to a sponge or secondary absorber 30. In this sponge absorber 30 the gas fraction is placed in contact with a side stream of the main fractionator 1, supplied to the absorber corresponding 30 by The discharge of the corresponding absorber 30 is recycled to the main fractionator 1 by means of the return duct 32. By means of the duct 33 a gaseous fraction rich in compost having the boiling point of ethane or below is obtained.
A Figura 2 ilustra o processo de acordo com a presenteinvenção onde a fração líquida obtida no separador 3 tem a sua temperaturareduzida no trocador de calor 35 antes de ser suprida para a seção deabsorção 20. A temperatura nessa fração líquida é de preferência entre 12 e20°C. Para uma recuperação ótima do, por exemplo, propileno, na seção deabsorção 20 a temperatura do fluido de absorção é de preferência tão baixaquanto possível. A temperatura mínima é determinada pela, a ser evitada,formação de hidratos em temperaturas baixas. Os hidratos são depósitos dotipo cristais que compreendem hidrocarbonetos leves e água e/ou H2S. Atemperatura mínima vai depender do conteúdo presente desses componentesna fração a ser resfriada. De preferência, a temperatura de fora da superfíciedo trocador de calor é de pelo menos 5o C maior que a temperatura deformação de hidratos. O resfriamento poderá ser levado a efeito de formaadequada utilizando água gelada como um meio indireto de resfriamento. Porcausa da temperatura mais baixa resultante do fluido de absorção suprido pormeio do conduto 21 resulta um perfil mais baixo de temperatura na seção deabsorção 20. Uma outra melhoria na capacidade do absorvedor poderá serobtida de forma adequada fazendo uso de um resfriador lateral, onde parte doconteúdo da seção de absorção 20, em uma posição intermediária na ditaseção, é resinada externamente e retornada para a seção de absorção (nãomostrado). Devido a esse perfil mais baixo de temperatura, ainda menoshidrocarbonetos C3-C5, e em especial propileno, irão deixar a seção 20 doabsorvedor primário por meio do conduto 22. O significado das outrasreferências são as mesmas da Figura 1.Figure 2 illustrates the process according to the present invention wherein the liquid fraction obtained in separator 3 has its temperature reduced in heat exchanger 35 before being supplied to the absorbing section 20. The temperature in this liquid fraction is preferably between 12 and 20 °. Ç. For optimum recovery of, for example, propylene, in the absorption section 20 the temperature of the absorption fluid is preferably as low as possible. The minimum temperature is determined by, to be avoided, hydrate formation at low temperatures. Hydrates are crystal deposits comprising light hydrocarbons and water and / or H2S. The minimum temperature will depend on the present content of these components in the fraction to be cooled. Preferably, the temperature outside the heat exchanger surface is at least 5 ° C higher than the hydrate deformation temperature. Cooling may be carried out properly using chilled water as an indirect means of cooling. Because of the lower temperature resulting from the absorption fluid supplied through the conduit 21 results in a lower temperature profile in the absorbing section 20. Another improvement in the absorber capacity can be adequately achieved by using a side cooler, where part of the absorbent content. Absorption section 20, at an intermediate position in dictation, is externally resined and returned to the absorption section (not shown). Because of this lower temperature profile, even less C3-C5 hydrocarbons, and especially propylene, will leave section 20 of the primary absorber via conduit 22. The meaning of the other references is the same as in Figure 1.
Uma forma de realização ainda mais preferida (não mostrado)do processo ilustrado na Figura 2 é aquela na qual a fração líquida supridapor meio do conduto 21 é primeiro misturada com a fração gasosa que deixaa seção de absorção 20 por meio do conduto 22 antes de ser resinada. Emseguida essa mistura é resfriada até uma temperatura entre 8 e 25°C eseparada em uma fração líquida e uma fração gasosa. A fração líquida é emseguida suprida para o topo da seção de absorção 20 como óleo de absorção.A vantagem dessa etapa de pré-saturação é uma recuperação ainda melhordos compostos C3-C5.An even more preferred embodiment (not shown) of the process illustrated in Figure 2 is that in which the liquid fraction supplied through the conduit 21 is first mixed with the gas fraction leaving the absorption section 20 through the conduit 22 before being poured. Resin Then this mixture is cooled to a temperature between 8 and 25 ° C and separated into a liquid fraction and a gas fraction. The liquid fraction is then supplied to the top of the absorption section 20 as the absorption oil. The advantage of this pre-saturation step is a still better recovery of C3-C5 compounds.
De preferência parte da mistura no conduto 21 é supridadiretamente para a desbutanizadora 26. A vantagem desta forma de realizaçãoé um aumento adicional das capacidades das seções de absorção/extração. Foiverificado que parte da mistura do conduto 21 poderá contornar oabsorvedor/extrator 17 sem uma significativa quantidade de compostos C2-menores estar sendo suprida para a desbutanizadora 26.Preferably part of the mixture in conduit 21 is directly for debutanizer 26. The advantage of this embodiment is a further increase in the capacities of the absorption / extraction sections. It has been found that part of the conduit mixture 21 can bypass the absorber / extractor 17 without a significant amount of C2-minor compounds being supplied to the debutanizer 26.
A Figura 3 ilustra outra forma de realização preferida dainvenção, onde uma fração de alto ponto de ebulição é primeiro separada dafração líquida obtida no separador 3 antes de suprir esta fração para a seçãode absorção 20. Esta fração de alto ponto de ebulição possui de preferênciaum ponto de ebulição inicial entre 100 e 160° C. Essa fração de alto ponto deebulição deverá compreender o que é tipicamente referido como nafta decraqueador catalítico e óleo de ciclo leve. Esta seqüência de etapas reduziuainda mais a passagem através das seções de absorção/extração (20, 23) e dadesbutanizadora 26 se comparado com os processos descritos acima. Umavantagem adicional é que um produto referido como topos de craqueadorcatalítico, compreendendo principalmente uma fração de hidrocarbonetospossuindo um ponto de ebulição final entre 100 e 160° C, é obtidodiretamente como o produto de fundo da desbutanizadora 26. Por meio doconduto 36, a fração líquida obtida no separador 3 é suprida para a coluna dedestilação 37 na qual uma fração com alto ponto de ebulição é descarregadapor meio do conduto 38. A fração com baixo ponto de ebulição é condensadae resfriada até a temperatura desejada antes de ser suprida por meio doconduto 39 para a seção de absorção 20.Figure 3 illustrates another preferred embodiment of the invention, where a high boiling fraction is first separated from the liquid fraction obtained in separator 3 before supplying this fraction to absorption section 20. This high boiling fraction preferably has a point. The initial high boiling fraction should comprise what is typically referred to as catalytic decelerating naphtha and light-cycle oil. This sequence of steps further reduces the passage through the absorption / extraction sections (20, 23) and desbutanizer 26 compared to the processes described above. An additional disadvantage is that a product referred to as catalytic cracker tops, comprising mainly a hydrocarbon fraction having a final boiling point between 100 and 160 ° C, is obtained directly as the debutanizer bottom product 26. By way of conduit 36, the liquid fraction obtained in separator 3 is supplied to distillation column 37 in which a high boiling fraction is discharged through conduit 38. The low boiling fraction is condensed and cooled to the desired temperature before being supplied by conduit 39 to the absorption section 20.
A invenção é também direcionada a um método para re-equipar os processos existentes para um processo de acordo com a presenteinvenção. Foi verificado que ajustes relativamente simples em uma plantaexistente podem resultar em um considerável aumento de capacidade sem anecessidade de substituir os compressores, as colunas desbutanizadoras e/ouabsorvedores e vasos de extração existentes. Por exemplo, os processosexistentes que usam o produto de fundo da desbutanizadora como o óleopobre no absorvedor deverão melhorar também a capacidade da suadesbutanizadora ajustando o processo de acordo com a invenção. Osprocessos existentes que usam o líquido de topo do fracionador principalcomo o óleo pobre no absorvedor podem ser simplificados e ter a suacapacidade aumentada pela adição de meios adicionais para resfriamento edeste modo chegar ao processo de acordo com a invenção.The invention is also directed to a method for retrofitting existing processes to a process according to the present invention. Relatively simple adjustments to an existing plant have been found to result in a considerable increase in capacity without the need to replace existing compressors, debutanizing and / or absorbing columns and extraction vessels. For example, existing processes using the debutantizer bottom product such as poor oil in the absorber should also improve the ability of the debutantizer by adjusting the process according to the invention. Existing processes using the top liquid from the main fractionator as well as the poor oil in the absorber can be simplified and their capacity increased by the addition of additional cooling means and thus to reach the process according to the invention.
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Legal Events
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| B09A | Decision: intention to grant [chapter 9.1 patent gazette] | ||
| B16A | Patent or certificate of addition of invention granted [chapter 16.1 patent gazette] |
Free format text: PRAZO DE VALIDADE: 20 (VINTE) ANOS CONTADOS A PARTIR DE 02/03/2001, OBSERVADAS AS CONDICOES LEGAIS. |
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